精馏习题课(习题含答案)

1第六章蒸馏本章学习要求1、掌握的内容（1）双组分理想物系的气液平衡，拉乌尔定律、泡点方程、露点方程、气液相平衡图、挥发度与相对挥发度定义及应用、相平衡方程及应用；（2）精馏分离的过程原理及分析；（3）精馏塔物料衡算、操作线方程及q线方程的物理意义、图示及应用；2、熟悉的内容（1）平衡蒸馏和简单蒸馏的特点；（2）精馏装置的热量衡算；（3）理论板数捷算法(Fenske方程和Gilliand关联图)；（4）非常规二元连续精馏塔计算(直接蒸汽加热、多股进料、侧线采出、塔釜进料、塔顶采用分凝器，提馏塔等)。3、了解的内容（1）非理想物系气液平衡；（2）间歇精馏特点及应用；（3）恒沸精馏、萃取精馏特点及应用。2第六章蒸馏1．正庚烷和正辛烷在110℃时的饱和蒸气压分别为140kPa和64.5kPa。试计算混合液由正庚烷0.4和正辛烷0.6（均为摩尔分数）组成时，在110℃下各组分的平衡分压、系统总压及平衡蒸气组成。（此溶液为理想溶液）解：409.0591.011591.07.9456kPa7.947.3856kPa7.386.05.64kPa564.0140ABAABABOBBAOAAyyPPyPPPxPPxPP2．在一连续精馏塔中分离苯－氯仿混合液，要求馏出液中轻组分含量为0.96（摩尔分数，下同）的苯。进料量为75kmol/h，进料中苯含量为0.45，残液中苯含量为0.1，回流比为3.0，泡点进料。试求：（1）从冷凝器回流至塔顶的回流液量和自塔釜上升的蒸气摩尔流量；（2）写出精馏段、提馏段操作线方程。解：物料衡算：WDFWxDxFxWDF则：1.096.045.07575WDWD联立求解得：kmol/h52.301.096.0)1.045.0(75)(WDWFxxxxFDW=F-D=75-30.52=44.48kmol/h（1）从冷凝器回流至塔顶的回流液量：kmol/h56.9152.303DRL自塔釜上生蒸汽的摩尔流量：kmol/h1.12252.30)13()1(DRVV（2）精馏段操作线方程：24.075.01396.0133111nnDnnxxRxxRRy（3）提馏段操作线方程：提馏段下降液体组成：56.1667556.91FLL30364.036.11.1221.048.441.12256.166'''1mmwmmxxxVWxVLy3．某连续精馏塔，泡点进料，已知操作线方程如下：精馏段：y=0.8x+0.172提馏段：y=1.3x-0.018试求：原料液、馏出液、釜液组成及回流比。解：精馏段操作线的斜率为：48.01RRR由精馏段操作线的截距：172.01RxD塔顶馏出液组成86.0Dx提馏段操作线在对角线上的坐标为（xw,xw），则06.0018.03.1由于泡点进料，q线为垂直线。精馏段与提馏段操作线交点的横坐标为xF：38.0018.03.1172.08.0FFFxxyxy4．采用常压精馏塔分离某理想混合液。进料中含轻组分0.815（摩尔分数，下同），饱和液体进料，塔顶为全凝器，塔釜间接蒸气加热。要求塔顶产品含轻组分0.95，塔釜产品含轻组分0.05，此物系的相对挥发度为2.0，回流比为4.0。试用：（1）逐板计算法；（2）图解法分别求出所需的理论塔板数和加料板位置。解：物料衡算：WDFWxDxFxWDF则：05.095.0815.0WDFWDF4联立求解得：kmol/h85.005.095.0)05.0815.0()(FFxxxxFDWDWFW=F-D=0.15Fkmol/h提馏段下降液体组成：F4.485.04FFFRDFLL自塔釜上生成蒸汽的摩尔流量：F25.485.0)14()1(FDRVV精馏段操作线方程：19.08.01495.0144111nnDnnxxRxxRRy提馏段操作线方程：0018.004.125.405.015.025.44.4'''1mmwmmxFFxFFxVWxVLy相平衡方程：yyxxxy210.2（1）逐板计算法因为：y1=xD=0.95由相平衡方程得：905.095.0295.02111yyx由精馏段操作线方程：914.019.0905.08.019.08.012xy交替使用相平衡方程和精馏段操作线方程至xxF后，交替使用相平衡方程和提馏段操作线方程至xxW。各板上的汽液相组成12345678910y0.950.9140.8630.7880.6740.5270.3700.2340.1360.074x0.9050.8410.7590.6500.5080.3570.2270.1330.0730.039第三块板为进料板，理论板数为10块。（2）图解法交替在相平衡方程和精馏段操作线方程之间作梯级，至xxF后，交替在相平衡方程和提馏段操作线方程作梯级至xxW。0.00.20.40.60.81.00.00.20.40.60.81.0XY习题4附图55．用一连续操作的精馏塔分离丙烯-丙烷混合液，进料含丙烯0.8（摩尔分数，下同），常压操作，泡点进料，要使塔顶产品含丙烯0.95，塔釜产品含丙烷0.95，物系的相对挥发度为1.16，试计算：（1）最小回流比；（2）所需的最少理论塔板数。解：(1)泡点进料，q=1则xq=xF=0.8823.08.016.018.016.1)1(1qqqxxy52.58.0823.0823.095.0minqqqDxyyxR（2）全回流时的最小理论板数)(7.38116.1lg)]05.095.0)(05.095.0lg[(1lg)]1)(1lg[(min不包括再沸器WWDDxxxxN6．精馏分离某理想混合液，已知：操作回流比为3.0，物系的相对挥发度为2.5，xD=0.96。测得精馏段第二块塔板下降液体的组成为0.45，第三块塔板下降液体组成为0.4（均为易挥发组分的摩尔分数）。求第三块塔板的气相单板效率。解：精馏段操作线方程：24.075.010.396.010.30.3111nnDnnxxRxxRRy已知x2=0.45，由精馏段操作线方程得y35775.024.045.075.03y同理：x3=0.4，可得y4=0.54y3*由相平衡方程求解625.04.05.114.05.2)1(1*333xxy则第三块塔板的气相单板效率为：441.054.0625.054.05775.0*11nnnnMVyyyyE7．用常压精馏塔分离苯和甲苯混合液。已知精馏塔每小时处理含苯0.44（摩尔分数，下同）的混合6液100kmol，要求馏出液中含苯0.975，残液中含苯0.0235。操作回流比为3.5，采用全凝器，泡点回流。物系的平均相对挥发度为2.47。试计算泡点进料时以下各项：（1）理论板数和进料位置；（2）再沸器热负荷和加热蒸汽消耗量，加热蒸汽绝压为200kPa；（3）全凝器热负荷和冷却水的消耗量（冷却水进、出口温度t1=25℃,t2=40℃）。已知苯和甲苯的汽化热为427kJ/kg和410kJ/kg，水的比热为4.17kJ/(kg.℃)，绝压为200kPa的饱和水蒸气潜热为2205kJ/kg。再沸器和全凝器的热损失忽略。解：（1）理论板数和加料板位置根据物系的相对挥发度，在x-y图上标绘平衡曲线和对角线。精馏段操作线截距217.015.3975.01RxD在图上连接点（0.975，0.975）和（0，0.217），即为精馏段操作线ac。泡点进料，q线为通过xF=0.44的垂线ed，连接点b(0.0235,0.0235)和点d，即为提馏段操作线。按图解法在图上画梯级，图解的理论板数为11（不包括再沸器），第六块理论板为进料板。（2）、再沸器热负荷和加热蒸汽消耗量先由物料衡算求D和W，即WDFWxDxFxWDF则：0235.0975.044.0100100WDWD联立求解得：kmol/h23.56kmol/h77.43WD精馏段上升蒸汽量：kmol/h97.19677.43)15.3()1(DRV提馏段上升蒸汽量：kmol/h97.196100)1(7.196)1(qFqVV因釜残液中苯含量很低，故可近似按甲苯计算，再沸器的热负荷为：kJ/h1043.79241097.1966BBBMrVQ水蒸气消耗量为：kg/h337022051043.76rQmBBs（3）全凝器热负荷和冷却水消耗量7因馏出液中甲苯含量很低，故可近似按纯苯计算，全凝器热负荷为：kJ/h1056.67842797.1966AACMrVQ冷却水消耗量为：kg/h1057.1)2535(17.41056.6)(5612ttcQmpcCCs8、有一正在操作的精馏塔分离某混合液。若下列条件改变，问馏出液及釜液组成有何改变？假设其他条件不变，塔板效率不变。（1）回流比下降；（1）原料中易挥发组分浓度上升；（2）进料口上移。解：（1）回流比下降，馏出液组成减小，釜液组成增大。(2)xF上升，馏出液组成增大，釜液组成增大。（3）馏出液组成减小，釜液组成增加。9.在一常压操作的连续精馏塔中，分离苯-甲苯混合液，原料中苯的含量为0.4（摩尔分率，下同），原料液量为100kmol/h，泡点进料，要求塔顶产品中苯的含量不低于0.98，塔釜残液中苯的含量不高于0.02，操作回流比为2，泡点回流，忽略热损失。试求塔釜加热蒸汽用量和冷凝器中冷却水用量。已知下列数据：1加热蒸汽为101.3kPa(表压)的饱和蒸汽；2冷却水进口温度为15C，出口温度为30C，比热容为4.187kJ/kg·K；3苯的千摩尔质量为78.11kg/kmol,甲苯的千摩尔质量为92.13kg/kmol；480.2C时苯的气化热：r苯=31024.2kJ/kmol；5忽略热损失。解近似认为塔顶馏出液为纯苯，塔釜为纯甲苯，则塔顶温度为80.2C，塔釜温度为110.6C。例9附表温度80.2C95C110.6C苯的摩尔比热容153.5kJ/(kmol·C)157kJ/(kmol·C)甲苯的摩尔比热容185.2kJ/(kmol·C)188.9kJ/(kmol·C)8（1）物料衡算WDFWxDxFxWDF将已知数据代入上式得D=39.6kmol/h，W=60.4kmol/h.(2)加热蒸汽用量的计算由苯-甲苯的t-x-y图查得泡点tb=95C原料液平均千摩尔比热容92.1736.02.1854.0157pckJ/(kmol·C)原料液的焓kmolkJtchpF/10652.19592.1734原料液带入的热量hkJhFQFF/10652.110652.110064回流液的焓近似取纯苯的焓kmolkJtchpL/1023.12.805.1534回流液带入的热量hkJhDRhLQLLL/1075.91023.16.39254塔顶蒸汽的热焓近似地取纯苯蒸汽的焓kmol/kJ....tcrHpv4103342805153231024塔顶蒸汽带出的热量hkJHDRHVQvvv/1014.51033.46.39)12()1(64塔底产品的焓近似地取纯甲苯的焓kmolkJtchpW/1009.26.1109.1884塔底产品带出去的热量hkJhWQWW/1026.11009.24.6064由能量衡